[0001] 本发明涉及冶金煤气脱除CO2技术领域，具体涉及一种富氢碳循环氧气高炉煤气脱碳系统节能的方法。

[0002] 富氢碳循环氧气高炉(HyCROF)是用氧气鼓风代替传统的加热空气鼓风的一种冶炼工艺，为了弥补了全氧鼓风，N2减少，炉腹煤气量锐减造成的高炉所需物理化学反应所需的热力学条件不足，需要将炉顶煤气脱除CO2，形成较高浓度的还原性组分(CO和H2)的还原煤气介质喷入高炉。

[0003] 现有技术中，富氢碳循环氧气高炉的核心工艺之一为炉顶煤气脱除CO2技术，其主要工艺为富氢碳循环氧气高炉的炉顶煤气，经过除尘水洗降低煤气温度及含尘，随后经过压缩机加压，经过加压后的煤气进入吸收塔下部，在塔内自下而上运动，与吸收塔顶部的胺液贫液逆流接触，气体中的CO2被胺液贫液吸收形成净化气，净化气由塔顶引出，通过净化气分离器分离，分离后的净化气送往煤气加热炉加热后喷入富氢碳循环氧气高炉中。吸收塔底出来的胺液富液进入在闪蒸罐内实现降压闪蒸出溶解的CO2等气体，闪蒸后胺液富液由闪蒸罐底部进入再生塔，再通过再沸器蒸汽加热，将溶液及CO2进行再生，再生后的溶液通过半贫液泵加压循环至吸收塔进行循环吸收CO2，再生后的CO2进行捕集利用。

[0004] 以上脱碳系统以电耗和蒸汽消耗为主，电耗主要用于将高炉煤气进行加压以及半贫液泵加压半贫液，以提供溶液吸收二氧化碳反应所需要的压力工况条件，因此在脱碳系统中，压缩机和半贫液泵电耗占比约为总电耗的90％。蒸汽主要用于再生塔内富液的加热，确保其富液的再生，目前脱碳系统中对于压缩机余热利用并没有较为合理的利用路径，大多数只是采用循环冷却水对压缩机产生余热进行冷却降温，压缩机所产生热能没有得到充分利用。同时压缩后的高压煤气的余压以及进闪蒸罐的余压均没有得到充分利用。另外再沸器使用蒸汽加热溶液，蒸汽消耗较高，再生塔蒸汽加热后的溶液温度较高，热量也没有得到回收，因此需要采取一种富氢碳循环氧气高炉煤气装置脱碳节能的方法，降低系统能耗，以及补充还原所需的热量。

[0029] 下面通过具体实施方式对本发明作进一步详细的说明：

[0030] 说明书附图中的附图标记包括：1.富氢碳循环氧气高炉，2.压缩机，3.喷液软水储槽，4.压缩机气液分离器，5.喷液软水换热器，6.吸收塔，7.闪蒸罐，8.液力透平装置，9.半贫液泵，10.煤气管网，11.再生塔，12.再沸器，13.冲渣水换热器，14.供暖单元，15.凝液储存罐，16.煤气加热器，17.半贫液换热器，18.再生气冷却器，19.再生气气液分离器，20.气体储槽，21.膨胀机，22.三阀组，23.净化气分离罐，24.煤气加热炉，25.再沸器管道阀，26.供暖单元阀门，27.软水冷却单元阀门，28.软水冷却单元。

[0031] 实施例

[0032] 实施例如附图1所示：一种富氢碳循环氧气高炉煤气脱碳系统节能的方法，包括以下步骤：

[0033] S1：富氢碳循环氧气高炉1的炉顶煤气经过除尘单元进行除尘降温，除尘降温后的炉顶煤气进入压缩机2增压，同时喷液软水储槽3中的喷液软水对压缩机2进行降温，压缩后的压缩煤气与喷液软水一同进入压缩机气液分离器4进行气液分离，分离后的压缩煤气从压缩机气液分离器4顶部排出，喷液软水从压缩机气液分离器4底部排出；

[0034] S2：压缩机气液分离器4底部排出的液体进入喷液软水换热器5，压缩机气液分离器4顶部排出的压缩煤气进入吸收塔6并与吸收塔6中的胺液贫液混合，胺液贫液吸收压缩煤气中的部分CO2后形成胺液富液，压缩煤气被吸收CO2后形成净化气，胺液富液从吸收塔6底部排出，净化气从吸收塔6顶部排出并分为两路，净化气从吸收塔6顶部排出后分为优先路线和次级路线：

[0035] 优先路线：经过吸收塔6顶部引出，利用煤气加热器16将净化气温度由40‑50℃加热至80‑100℃，加热后的净化气进入膨胀机21，

[0036] 次级路线：从优先路线上增加支路，并利用三阀组22将净化气气压由1300‑1600KPa减至350‑500KPa，减压后的净化气进入净化气分离罐23，经过气液分离后送至煤气加热炉24，将净化气的温度由40‑50℃加热至900‑1200℃，加温后的净化气进入富氢碳循环氧气高炉1，

[0037] 膨胀机21通过离合器22与压缩机2同轴连接，进入膨胀机21的净化气分为供能部分和循环部分：

[0038] 供能部分：净化气进入膨胀机21后，膨胀机21吸收净化气高压能量，并与压缩机2同轴驱动

[0039] 循环部分：为膨胀机21供能的净化气能量足够时，冗余的净化气受膨胀机21减压，将冗余净化气压力由1300‑1600KPa减至300‑500Kpa，减压后的净化气从膨胀机21排出，并进入净化气分离罐23中，分离后的净化气进入煤气加热炉24中加热，加热后喷入富氢碳循环氧气高炉1循环使用；

[0040] S3：吸收塔6底部排出的胺液富液进入闪蒸罐7闪蒸，期间通过液力透平装置8将胺液富液的高压能量回收，利用胺液富液的高压能量与半贫液泵9同轴驱动；

[0041] S4：闪蒸后的闪蒸汽由闪蒸罐7顶部排出并进入煤气管网10，闪蒸后的胺液富液由闪蒸罐7的底部排出并进入再生塔11；

[0042] S5：进入再生塔11的胺液富液从再生塔11升气管的上端排出，分别经过再沸器12、冲渣水换热器13、喷液软水换热器5进行换热，再生塔11内胺液富液加热的具体过程如下：

[0043] 加热前：胺液富液从再生塔11升气管的上端排出，排出后的胺液富液分为两路，一路进入冲渣水换热器13中与高温冲渣水换热，另一路进入喷液软水换热器5中与85℃的压缩机2喷液软水进行换热，经过冲渣水换热器13和喷液软水换热器5换热后的胺液富液温度由60‑68℃升至70‑78℃之间，

[0044] 加热后：若胺液富液经过冲渣水换热器13和喷液软水换热器5换热后的温度在70‑78℃之间，则直接从再生塔11下端进入；若胺液富液经过冲渣水换热器13和喷液软水换热器5换热后的温度未达到70℃，则打开再沸器管道阀25，胺液富液进入再沸器12进行二次加热，待胺液富液温度达到70℃后，从再沸器12顶部排出，由再生塔11下端进入，[0045] 加热后的胺液富液进入再生塔11升气管的下端继续再生，同时再沸器12中产生的凝液进入凝液储存罐15中，并输送至煤气加热器16中与净化气换热；

[0046] S6：经再生塔11再生后的胺液富液变为半贫液，半贫液从再生塔11底部排出，经过半贫液换热器17换热，半贫液换热的具体方式为：

[0047] 需要储存热量时，全开供暖单元阀门26，全关软水冷却单元阀门27，半贫液进入半贫液换热器17，与供暖单元14内的冷水进行换热，将半贫液的温度从60‑68℃减至48‑58℃；

[0048] 无需储存热量时，全关供暖单元阀门26，全开软水冷却单元阀门27，半贫液进入半贫液换热器17，与软水冷却单元28内的冷水进行换热，将半贫液的温度从60‑68℃减至48‑58℃，

[0049] 进入吸收塔6继续吸附CO2，再生塔11内的再生气从再生塔11顶部排出，经过再生气冷却器18，将再生气的温度由50‑60℃降至30‑40℃，降温后的再生气进入再生气气液分离器19进行气液分离，分离出的溶液从再生气气液分离器19底部排出，并进入再生塔11顶部循环使用，分离出的CO2从再生气气液分离器19顶部排出，并进入气体储槽20。

[0050] 本实施例的实施方式为：

[0051] 首先富氢碳循环氧气高炉1的炉顶煤气经过除尘单元进行除尘降温，除尘降温后的炉顶煤气进入压缩机2增压，同时喷液软水储槽3中的喷液软水对压缩机2进行降温，压缩后的压缩煤气与喷液软水一同进入压缩机气液分离器4进行气液分离，分离后的压缩煤气从压缩机气液分离器4顶部排出，喷液软水从压缩机气液分离器4底部排出，压缩机气液分离器4底部排出的液体进入喷液软水换热器5，压缩机气液分离器4顶部排出的压缩煤气进入吸收塔6并与吸收塔6中的胺液贫液混合，胺液贫液吸收压缩煤气中的部分CO2后形成胺液富液，压缩煤气被吸收CO2后形成净化气，胺液富液从吸收塔6底部排出，净化气从吸收塔6顶部排出并分为两路，净化气从吸收塔6顶部排出后分为优先路线和次级路线：

[0052] 优先路线：经过吸收塔6顶部引出，利用煤气加热器16将净化气温度由40‑50℃加热至80‑100℃，加热后的净化气进入膨胀机21，

[0053] 次级路线：从优先路线上增加支路，并利用三阀组22将净化气气压由1300‑1600KPa减至350‑500KPa，减压后的净化气进入净化气分离罐23，经过气液分离后送至煤气加热炉24，将净化气的温度由40‑50℃加热至900‑1200℃，加温后的净化气进入富氢碳循环氧气高炉1，

[0054] 膨胀机21通过离合器22与压缩机2同轴连接，进入膨胀机21的净化气分为供能部分和循环部分：

[0055] 供能部分：净化气进入膨胀机21后，膨胀机21吸收净化气高压能量，并与压缩机2同轴驱动

[0056] 循环部分：为膨胀机21供能的净化气能量足够时，冗余的净化气受膨胀机21减压，将冗余净化气压力由1300‑1600KPa减至300‑500Kpa，减压后的净化气从膨胀机21排出，并进入净化气分离罐23中，分离后的净化气进入煤气加热炉24中加热，加热后喷入富氢碳循环氧气高炉1循环使用，吸收塔6底部排出的胺液富液进入闪蒸罐7闪蒸，期间通过液力透平装置8将胺液富液的高压能量回收，利用胺液富液的高压能量与半贫液泵9同轴驱动，闪蒸后的闪蒸汽由闪蒸罐7顶部排出并进入煤气管网10，闪蒸后的胺液富液由闪蒸罐7的底部排出并进入再生塔11；

[0057] S5：进入再生塔11的胺液富液从再生塔11升气管的上端排出，分别经过再沸器12、冲渣水换热器13、喷液软水换热器5进行换热，再生塔11内胺液富液加热的具体过程如下：

[0058] 加热前：胺液富液从再生塔11升气管的上端排出，排出后的胺液富液分为两路，一路进入冲渣水换热器13中与高温冲渣水换热，另一路进入喷液软水换热器5中与85℃的压缩机2喷液软水进行换热，经过冲渣水换热器13和喷液软水换热器5换热后的胺液富液温度由60‑68℃升至70‑78℃之间，

[0059] 加热后：若胺液富液经过冲渣水换热器13和喷液软水换热器5换热后的温度在70‑78℃之间，则直接从再生塔11下端进入；若胺液富液经过冲渣水换热器13和喷液软水换热器5换热后的温度未达到70℃，则打开再沸器管道阀25，胺液富液进入再沸器12进行二次加热，待胺液富液温度达到70℃后，从再沸器12顶部排出，由再生塔11下端进入，[0060] 加热后的胺液富液进入再生塔11升气管的下端继续再生，同时再沸器12中产生的凝液进入凝液储存罐15中，并输送至煤气加热器16中与净化气换热，经再生塔11再生后的胺液富液变为半贫液，半贫液从再生塔11底部排出，经过半贫液换热器17换热，半贫液换热的具体方式为：

[0061] 需要储存热量时，全开供暖单元阀门26，全关软水冷却单元阀门27，半贫液进入半贫液换热器17，与供暖单元14内的冷水进行换热，将半贫液的温度从60‑68℃减至48‑58℃；

[0062] 无需储存热量时，全关供暖单元阀门26，全开软水冷却单元阀门27，半贫液进入半贫液换热器17，与软水冷却单元28内的冷水进行换热，将半贫液的温度从60‑68℃减至48‑58℃，

[0063] 进入吸收塔6继续吸附CO2，再生塔11内的再生气从再生塔11顶部排出，经过再生气冷却器18，将再生气的温度由50‑60℃降至30‑40℃，降温后的再生气进入再生气气液分离器19进行气液分离，分离出的溶液从再生气气液分离器19底部排出，并进入再生塔11顶部循环使用，分离出的CO2从再生气气液分离器19顶部排出，并进入气体储槽20。

[0064] 以上所述的仅是本发明的实施例，方案中公知的具体结构及特性等常识在此未作过多描述。应当指出，对于本领域的技术人员来说，在不脱离本发明结构的前提下，还可以作出若干变形和改进，这些也应该视为本发明的保护范围，这些都不会影响本发明实施的效果和专利的实用性。本申请要求的保护范围应当以其权利要求的内容为准，说明书中的具体实施方式等记载可以用于解释权利要求的内容。